旋风分离器的工艺计算.docx

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旋风分离器的工艺计算

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旋风分离器的工艺计算

旋风分离器的工艺计算

摘要：

分离器已经使用十分广泛无论在家庭生活中还是工业生产，而且种类繁多每种都有各自的优缺点。

现阶段旋风分离器运用比较广泛，它的性能的好坏主要决定于旋风分离器性能的强弱。

这篇文章主要是讨论旋风分离器工艺计算。

旋风分离器是利用离心力作用净制气体,主要功能是尽可能除去输送介质气体中携带的固体颗粒杂质和液滴，以达到气固液分离，以保证管道及设备的正常运行。

在本篇文章中，主要是对旋风分离器进行工艺计算。

关键字：

旋风分离器、工艺计算

一.前言

旋风分离器设备的主要功能是尽可能除去输送介质气体中携带的固体颗粒杂质和液滴，达到气固液分离，以保证管道及设备的正常运行。

它是利用旋转气流产生的离心力将尘粒从气流中分离出来。

旋风分离器结构简单，没有转动部分制造方便、分离效率高，并可用于高温含尘气体的分离，而得到广泛运用。

旋风分离器采用立式圆筒结构，内部沿轴向分为集液区、旋风分离区、净化室区等。

内装旋风子构件，按圆周方向均匀排布亦通过上下管板固定；设备采用裙座支撑，封头采用耐高压椭圆型封头。

设备管口提供配对的法兰、螺栓、垫片等。

通常，气体入口设计分三种形式：

a）上部进气

b）中部进气

c）下部进气

对于湿气来说，我们常采用下部进气方案，因为下部进气可以利用设备下部空间，对直径大于300µm或500µm的液滴进行预分离以减轻旋风部分的负荷。

而对于干气常采用中部进气或上部进气。

上部进气配气均匀，但设备直径和设备高度都将增大，投资较高；而中部进气可以降低设备高度和降低造价。

1.1应用范围及特点

旋风分离器适用于净化大于1-3微米的非粘性、非纤维的干燥粉尘。

它是一种结构简单、操作方便、耐高温、设备费用和阻力较高（80~160毫米水柱）的净化设备，旋风分离器在净化设备中应用得最为广泛。

改进型的旋风分离器在部分装置中可以取代尾气过滤设备。

1.2分离原理

旋风分离器的分离原理有两种：

一、利用组分质量（重量）不同对混合物进行分离（如分离方法1、2、3、6）。

二、利用分散系粒子大小不同对混合物进行分离（如分离方法4、5）。

1.3分离方法

旋风分离器的分离方法有：

1、重力沉降：

由于气体与液体的密度不同，液体在与气体一起流动时，液体会受到重力的作用，产生一个向下的速度，而气体仍然朝着原来的方向流动，也就是说液体与气体在重力场中有分离的倾向，向下的液体附着在壁面上汇集在一起通过排放管排出。

2、折流分离：

由于气体与液体的密度不同，液体与气体混合一起流动时，如果遇到阻挡，气体会折流而走，而液体由于惯性，继续有一个向前的速度，向前的液体附着在阻挡壁面上由于重力的作用向下汇集到一起，通过排放管排出。

3、离心力分离：

由于气体与液体的密度不同，液体与气体混合一起旋转流动时，液体受到的离心力大于气体，所以液体有离心分离的倾向，液体附着在分离壁面上由于重力的作用向下汇集到一起，通过排放管排出。

4、丝网分离：

由于气体与液体的微粒大小不同，液体与气体混合一起流动时，如果必须通过丝网，就象过筛一样，气体通过了，而液体被拦截而留在丝网上，并在重力的作用下下流至分离器底部排出。

5、超滤分离：

由于气体与液体的微粒大小不同，液体与气体混合一起流动时，如果必须通过微孔过滤，就象过筛一样，气体通过了，而液体被拦截而留在微孔过滤器上，并在重力的作用下下流至分离器底部排出。

6、填料分离：

由于气体与液体的密度不同，液体与气体混合一起流动时，如果遇到阻挡，气体会折流而走，而液体由于惯性，继续有一个向前的速度，向前的液体附着在阻挡填料表面上由于重力的作用向下汇集到一起，通过排放管排出。

1.4性能指标

（1）分离精度

　　旋风分离器的分离效果：

在设计压力和气量条件下，均可除去≥10μm的固体颗粒。

在工况点，分离效率为99%，在工况点±15%范围内，分离效率为97%。

（2）压力降

正常工作条件下，单台旋风分离器在工况点压降不大于0.05MPa。

（3）设计使用寿命

　　旋风分离器的设计使用寿命不少于20年。

二.旋风分离器的工艺计算

关于液滴在旋风分离器内的运动的严密理论尚未建立，因而在计算时常利用基于试验研究所得的经验公式。

旋风分离器的工艺计算包括：

确定旋风分离器的筒体直径、验算在选定直径下旋风分离器的最大流量和最小流量及相应的压力降，计算进、出口管线直径、确定分离器的其他各部分尺寸等。

详细计算程序如下：

2.1旋风分离器直径的计算

旋风分离器筒体直径的计算公式由水力损失方程和流量公式联立求解得到：

（2-1）

式中D—旋风分离器筒体直径，m；

Q1—工作条件下的气体流量，m3/s；

ξ—阻力系数，由实验测定，一般取180；

rG—工作条件下的气体重度，kg/m3；

△P—水力损失（分离器内的压力降），mmH2O（1mmH2O=9.8Pa）。

由实验得知，当△P/rG值在55~180m范围内时，气体净化度可达到95%以上；若小于55m，则净化度降低；高于180m，净化度提高不明显，但压力损失大增。

因此，设计时一般取△P/rG=70m，计算出分离器筒体直径，然后进行圆整。

2.2由已知求出的直径做验算

由已知求出的直径D取整，并选取旋风分离器的直径后，再做如下验算

2.2.1计算气体流速

（m/s）（3-1）

式中V—气体在分离器内的流速，m/s；

D—旋风分离器筒体直径，m；

Q1—工作条件下的气体流量，m3/s；

2.2.2计算旋风分离器的压力损失

（kgf/m2）（3-2）

式中g—重力加速度，m/s2；

△P—水力损失（分离器内的压力降），mmH2O（1mmH2O=9.8Pa）；

V—气体在分离器内的流速，m/s；

rG—工作条件下的气体重度，kg/m3；

ξ—阻力系数，由实验测定，一般取180；

2.2.3旋风分离器的工作范围

根据计算出的D，取△P/rG=55m，即可计算出旋风分离器的最小流速Vmin、最小流量Q1min和最小流速下的压力损失△Pmin。

由式（3-2）可知：

△Pmin=55rGkg/m2

同样，当取△P/rG=180m，则可得到最大流速Vmax、最大流量Q1max和最大流速下的压力损失△Pmax。

同样由式（3-2）知：

△Pmax=55rGkg/m2

2.3进出气管径计算

计算方法与重力分离器相同，即：

出口管线直径取0.67D，出口管线直径取0.47D，（D为旋风分离器的直径）。

由多年的试验和实践可知，计算所得的进口流速应在15~25m/s之间，出口流速应在5~15m/s之间，在这之间则视为所设计的旋风分离器负荷要求，否者不合格，重新选择管径进行速度校核。

选取管径后，应核算在最大流量和最小流量时，气体在进口和出口处的流速是否在允许流速范围内。

三.旋风分离器的性能参数

在满足气体处理量的前提下，评价旋风分离器性能的主要指标是尘粒的分离性能和气体经过旋风分离器的压强降。

3.1分离性能

分离性能的好坏常用理论上可以完全分离下来的最小颗粒尺寸：

临界粒径dpc及分离效率η表示。

3.1.1临界粒径dpc

临界粒径是指在与重力降尘室的情况相同，旋风分离器能100%除去的最小颗粒直径。

推导临界粒径计算式的假设有以下几个。

.进入旋风分离器的气流在器内按入口形状（即宽度为b）沿圆筒旋转n圈，沉降距离为b，即由内旋转半径r=（0.5D-b）沉降到D/2处。

.器内颗粒与气流的流速相同，它们的平均切向速度等于进口气速ui。

.颗粒的沉降运动服从斯托克斯定律。

斯托克斯定律:

（8-1）

其中：

ω—圆筒旋转的角速度，rad/s；

ρ—筒内混合物的密度，kg/m3；

ρp—混合物中颗粒物的密度，kg/m3；

μ—混合物的黏度，Pa•s；

dp—在半径r=（0.5D-b）处的粒径，m；

可知，在半径r=（0.5D-b）处粒径dp的颗粒向筒壁半径方向的沉降速度为：

（8-2）

由此式可知，r小而u一定时，沉降速度最大，对与气流以切向流入的旋风分离器，时间τ=0，颗粒（0.5D-b）处；τ=τε时，颗粒沉降到器壁，即D/2处，则有

（8-3）

积分得

（8-4）

式中τ为沉淀时间。

气流的平均旋转半径rm=（D-b）/2，则旋转n圈的停留时间为

（8-5）

若在各种不同粒径的尘粒中，有一种粒径的凶狠里所需沉降时间τε等于停留时间τ，则该粒径就是理论上能完全分离的最小粒径，即临界粒径，用dpc表示。

由式（8-4）与（8-5）等号右边值相等可求得

（8-6）

计算时通常取n=5

dpc愈小，分离效率愈高，由估算式可见dpc随b的加大而增大，即效率随b增大而减小。

当气体处理量很大又要求较高的分离效果时，常将若干小尺寸的旋风分离并联使用，称为旋风分离器组。

粘度减小，进口气速提高有利于提高分离效率。

3.1.2分离效率

分离效率通常有两种表示方法

总效率：

指被除去的颗粒占气体进入旋风分离器时带入的全部颗粒的质量百分数

（8-7）

其中

C1—旋风分离器入口气体含尘浓度，%；

C2—旋风分离器出口气体含尘浓度，%；

总效率是工程上最常用的，也是最易测定的分离效率，其缺点是不能表明旋风分离器对不同粒子的不同分离效果。

粒级效率：

粒级效率指按颗粒大小分别表示出其被分离的质量分数。

含尘气体中的颗粒通常是大小不均的，通过旋风分离器后，各种尺寸的颗粒被分离下来的百分率也不相同。

通常把气流中所含颗粒的尺寸范围等分成几个小段，则其中平均粒径为di的第i小段范围颗粒的粒级效率定义为：

（8-8）

不同粒径的颗粒，其粒级效率是不同的。

根据临界粒径的定义，粒径大于或等于临界粒径dc的颗粒，ηp=100%。

粒级效率为50%的颗粒直径称为分割直径:

（8-9）

对于同一型式且尺寸比例相同的旋风分离器，无论大小，皆可通用同一条粒级曲线。

标准旋风分离器的ηp与d/d50的关系：

总效率η0=Σxiηpi，xi为进口处第i段颗粒占全部颗粒的质量分率。

3.2旋风分离器的压强降

气体通过旋风分离器的压力损失△Px（单位为Pa），可用进口气体压力ρu2／２的某一倍数。

压强降可表示为进口气体动能的倍数：

（8-10）

其中ξ—阻力系数，计算公式为

；

ρ—筒内混合物的密度，kg/m3；

u—混合物进入的速度,m/s；

式中的阻力系数用下式计算

（8-11）

其中b——旋风分离器进口的宽，m；

h——旋风分离器进口的高，m；

D——旋风分离器的直径，m

d——旋风分离器进气口管径，m

L——旋风分离器的宽度，一般和D相等，m

H——旋风分离器的高，m；

由于分离器各部分的尺寸都是D的倍数，所以只要进口气速ui相同，不管多大的旋风分离器，其压力损失都相同。

因此，压力损失相同时，小型分离器的b=D/5值较小，由于式（8-6）可知小型分离器的相比大型分离器，可以提高分离效率。

旋风分离器的压力一般约为1～2Pa。

四.旋风分离器的形状设计

旋风分离器的形状是影响分离效率的重要因素。

例如，如果入口尺寸，锥体尺寸，排气管，以及排放口不一样，两个相同筒径的旋风分离器会有相当大的效

图一分离器形状区别

在图一中，分离器A的设计形式会造成一些问题：

入口设计可能不能提供充分的入口速度和想要的速度分布。

切线式入口可能造成排气管的磨损和因为排气管的干扰造成入口气流紊乱。

还有就是可能会造成入口气流和排出气流的短路，夹带尘粒而出造成分离效率下降。

考虑不周的内部设计会造成气流紊乱。

这种情况下就会把本来应被收集的尘粒裹挟到向上的排出气流中而逃出分离器。

急速的锥体直径变化，会造成筒体和锥体连接处的磨损。

它也阻止了收集到的尘粒平滑地从筒体到锥体的运动。

这样的锥体下部很容易被磨损。

很明显，在分离器和卸灰阀之间没有用以帮助分离的灰斗。

五．入口管道设计

不合适的管道设计是最常见的造成进入旋风分离器流量不足的重要原因。

事实上，有一个普遍现象，那就是配置的风机不能满足系统的流量要求。

因为整个系统的压降超过了风机能满足的压头，这样风机就自动移到高压降，低流量的状态工作。

另外，很多设计人员因为一些原因会在分离器入口前放一个弯头（如图二）。

图二分离器入口前放一个弯头

实际上，为了达到好的分离效果，气体应该通过直管进入分离器，直管的长度约为6-8倍入口管直径（也有资料上说4-10倍的）。

这样做主要是为了防止尘粒浓聚在弯头外侧再进入分离器，气体中的尘粒在气流中分配不均。

六.尘粒排出设计

不恰当的卸灰设计能造成粉尘的二次夹带。

比如许多人认为风机设在分离器上游时，分离器进行正压运行，此时不必设灰斗或卸灰阀。

这是不对的。

事实上，旋风分离器内部向上的旋流不管是由正压或负压产生的，都具有夹带粉尘的能力。

在任何情况下，灰斗和卸灰阀都必须纳入设计考虑之中。

设计和运行中应特别注意防止旋风分离器底部漏风，因为旋风分离器通常是负压运行。

实践证明，旋风分离器漏风5%，效率降低50%，旋风分离器漏风15%，效率接近于零。

因而，必须采用气密性好的卸灰阀（如图三）。

图三灰斗和卸灰阀

七.算例（以天然气作为需要分离气体）

若以天然气作为分离原料，则可变为如下的工艺计算过程：

7.1工作原理

净化天然气通过设备入口进入设备内旋风分离区，当含杂质气体沿轴向进入旋风分离管后，气流受导向叶片的导流作用而产生强烈旋转，气流沿筒体呈螺旋形向下进入旋风筒体，密度大的液滴和尘粒在离心力作用下被甩向器壁，并在重力作用下，沿筒壁下落流出旋风管排尘口至设备底部储液区，从设备底部的出液口流出。

旋转的气流在筒体内收缩向中心流动，向上形成二次涡流经导气管流至净化天然气室，再经设

备顶部排出。

图四旋风分离器的原理示意图

7.2基本计算公式

由于旋风分离器的流动状态较为复杂，在目前旋风分离器所使用的公式中，主要设计参数均是实验数据，故其计算公式可简化如下：

（9-1）

式中

；

△P—分离器压力损失，Pa；

T—分离温度，K；

Z—压缩系数；

Qn—需处理气量，m2/d

P—分离绝对压力，MPa；

其余符号与前相同。

由于此处阻力系数CD为实验数据，故K值的取值范围一般为1~1.345，在设计计算中，可先取K=1.266或K=1进行试算。

出口管线直径取0.67D（按流速10m/s计）；

出口管线直径取0.47D（按流速20m/s计）。

在验算时，需使进口管线的天然气流速在15~25m/s范围内，出口管线的天然气流速在5~15m/s的范围内。

使分离器筒体的平均流速保持在2.45~4.43m/s的范围内。

在计算天然气流速时，可利用下列公式：

天然气工况下流量为：

（9-2）

天然气流速为

（9-3）

或者

（9-4）

接下来可以利用式（9-5）计算旋风分离器的压强降：

（9-5）

其中ξ—阻力系数，

计算方法：

；

ρ—筒内混合物的密度，kg/m3；

u—混合物进入的速度,m/s；

平均流量可用式（9-6）进行计算：

（9-6）

分离器的结构参考尺寸如图一所示。

图一旋风分离器的结构示意图

1—椭圆形封头；2—进气管；3—矩形加强板；4—筒体；5—垫板；6—锥形筒；7—锥形封头；8—垫板；9—手孔；10—集液筒；11—排污管；12—裙座；13—出气管

7.3算例

【例1】已知需处理天然气气量为106m2/d，进入分离器的天然气密度为ρ=1.29kg/m3，分离压力为4.6MPa（绝），分离温度为288k，压缩系数为0.9，要求压强将小于2MPa，试求该旋风分离器有关工艺计算。

解：

（1）求筒体直径D：

已知：

分离温度T=288k，压缩系数Z=0.9，需处理气量为Qn=106m2/d，分离绝对压力P=4.6Mpa

将已知值代入公式（9-1），并假设K=1，则

（2）由7.2计算基本公式中可知：

设进口管线直径为D1=0.47D=0.47×0.2545=0.12（m）

则进口管线的速度可按公式（9-4）计算，将已知数值代入得：

（3）同样由7.2节可知：

设出口管径取D2=0.67D=0.67×0.2545=0.17（m）

代入已知数值，由公式（9-4）得：

由此可算得筒体，平均流速为Vg=14.9m/s。

（4）分离器压强降

已知：

进入分离器的密度ρ=1.29kg/m3，分离器中的平均流速为u=14.9m/s，

计算阻力系数ξ：

将已知数值代入公式（9-5）可得该旋风分离器的压强降：

（5）分离器平均流量

已知：

分离器内平均流速vg=14.9m/s，分离器直径D有

（1）可知：

D=0.2545m

将已知数值代入公式（9-6）可得该旋风分离器的平均流量：

从上述计算可得知，进出口管线直径、压强降及平均流量均能满足要求。

无需再利用K值进行修正，但筒体平均流速略靠上限，故可适当加大筒体直径。

八.影响旋风分离器效率的因素

8.1气体进口速度

由于离心分离力与气体旋转线速度成二次方关系，因而气体进口的线速度对分离器效果影响很大。

入口线速度一般宜在15~25m/s之间。

因线速过低，分离力不够，而线速过高则会破坏旋风分离流动系统的正常压力平衡，并形成局部涡流，产生二次夹带，使分离效率降低。

8.2气液密度差

由旋风分离器的分离原理可知，气液密度差越大，分离效果越好。

由旋风分离器的气流状态可知，旋风分离器适用于气液（或气、固）分离，而对于油水两液相的分离则不宜于采用。

一般在正常负荷量范围内工作的旋风分离器，基本上可除去40μm以上的液滴或机械微粒。

8.3旋转半径

由向心力的公式可知，旋转半径越大，离心力越小。

当处理气量较大时，设计计算所得的分离器直径也较大，故旋转半径不宜超过0.5m，否则需要提高气流入口线速度。

当用于大气量时可采用多个旋风分离器。

当用于小气量或负荷波动较大时，则可采用可调节多管式旋风分离器。

由于多管式旋风分离器的每根旋风子，其旋转半径均较小，可在气流线速度较低的情况下获得较大的气液分离能力。

参考文献

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